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可操作以促进流过其的反应介质中的化学反应的反应器系统。该反应器系统包括用于加热反应介质的热交换器和用于从加热的反应介质中分离蒸气的分离容器。

1.  方法，包括：(a)加热向上流过热交换器的初始反应介质，由此提供加热的反应介质；和(b)在水平延伸的分离容器中从所述加热的反应介质中分离蒸气，由此提供主要为液态的产物，其中至少一部分所述蒸气是在所述热交换器和/或所述分离容器中进行的化学反应的副产物，其中所述分离容器具有1.25∶1至8∶1的长径(L∶D)比。

2.  权利要求1的方法，其中所述分离容器直接接合到所述热交换器上。

3.  权利要求1-2的方法，其中所述热交换器包含多个基本垂直的管，所述初始反应介质在所述加热过程中流过这些管。

4.  权利要求1-3的方法，其中所述加热的反应介质在所述分离容器中基本水平流动。

5.  权利要求1-4的方法，其中所述加热的反应介质在所述热交换器和/或所述分离容器中形成泡沫。

6.  权利要求1-5的方法，其中所述加热的分离容器与所述热交换器间隔小于5D。

7.  权利要求1-6的方法，其中所述化学反应包含缩聚。

8.  权利要求1-7的方法，其中引入所述热交换器的所述初始反应介质的平均链长为1至20，其中所述主要为液态的产物的平均链长比引入所述热交换器的所述初始反应介质的平均链长大至少2。

9.  权利要求1-8的方法，其中引入所述分离容器的所述加热的反应介质的温度保持在220至350℃，其中所述分离容器中的蒸气空间压力保持在0至39996Pa(0至300torr)的范围。

10.  权利要求1-9的方法，其中所述化学反应包含缩聚，其中所述主要为液态的产物的平均链长比引入所述热交换器的所述初始反应介质的平均链长大至少10。

11.  权利要求1-10的方法，其中所述产物的It.V.为0.1至0.5dL/g。

12.  权利要求1-11的方法，其中所述主要为液态的产物包含至少部分由所述化学反应形成的聚酯聚合物或共聚物，且其中所述聚酯聚合物或共聚物包含聚对苯二甲酸乙二酯(PET)。

13.  权利要求1-12的方法，其中所述PET是包含至少90摩尔％对苯二甲酸乙二酯重复单元和最多10％的外加共聚单体重复单元的PET共聚物。

14.  权利要求13的方法，其中所述外加共聚单体重复单元衍生自选自间苯二甲酸、2，6-萘-二羧酸、1，4-环己烷-二甲醇、二乙二醇和其中两种或更多种的组合的外加共聚单体。

15.  权利要求14的方法，其中所述外加共聚单体包含间苯二甲酸。

16.  权利要求1-7的方法，其中所述化学反应包含酯化。

17.  权利要求1-7、16的方法，其中引入所述热交换器的所述初始反应介质的平均转化率为70至95，其中所述主要为液态的产物的平均转化率比引入所述热交换器的所述初始反应介质的转化率高至少2个百分点。

18.  权利要求1-7、16-17的方法，其中所述主要为液态的产物的平均链长为2至15。

19.  权利要求1-7、16-18的方法，其中引入所述分离容器的所述加热的反应介质的温度保持在180至350℃，其中所述分离容器中的蒸气空间压力保持小于482633Pa(70psig)。

20.  权利要求1-7、16-19的方法，其中所述主要为液态的产物包含聚对苯二甲酸乙二酯低聚物。

21.  反应器系统，包含直立热交换器和水平延伸的分离容器，其中所述热交换器限定交换器入口和交换器出口，其中所述分离容器限定进料入口、蒸气出口和液体出口，其中所述进料入口与所述交换器出口以流体连通方式接合，其中所述分离容器具有1.25∶1至8∶1的长径(L∶D)比，其中所述液体出口与所述进料入口水平间隔至少1.25D，其中所述液体出口与所述进料入口垂直间隔小于2D。

具有优化的加热和相分离的反应器系统
发明背景
1.发明领域
本发明涉及用于加工含液体的反应介质的反应器。在另一方面中，本发明涉及用于聚酯的熔体相生产的酯化和缩聚反应器。
2.现有技术描述
熔体相聚合可用于制造各种聚酯，例如聚对苯二甲酸乙二酯(PET)。PET广泛用在饮料、食品和其它容器中以及用在合成纤维和树脂中。工艺技术的进步以及需求量的提高使PET的生产和销售成为日益竞争性的市场。因此，低成本高效率的PET生产方法是合意的。
通常，熔体相聚酯生产设施，包括用于制造PET的那些，使用酯化阶段和缩聚阶段。在酯化阶段中，将聚合物原材料(即反应物)转化成聚酯单体和/或低聚物。在缩聚阶段中，将离开酯化阶段的聚酯单体转化成具有所需最终平均链长的聚合物产物。
在许多传统的熔体相聚酯生产设施中，在一个或多个机械搅动反应器，如连续搅拌釜反应器(CSTR)中进行酯化和缩聚。但是，CSTR和其它机械搅动反应器具有许多缺点，它们能造成整个聚酯生产设施的提高的资本成本、运行成本和/或维护成本。例如，一般与CSTR相联的机械搅拌器和各种控制设备是复杂、昂贵的并且会需要大量维护。
此外，传统CSTR常使用占据一部分反应器内体积的内部热交换管。为了补偿有效反应器体积的损失，带有内部热交换管的CSTR需要更大的总体积，这提高资本成本。此外，一般与CSTR相联的内部热交换盘管能够不合意地干扰反应介质在该容器内的流型，由此造成转化率损失。为了提高产物转化率，许多传统的聚酯生产设施使用串联运行的多个CSTR，这进一步提高资本成本和运行成本。
因此，需要在保持或提高产品质量的同时使资本成本、运行成本和维护成本最小化的高效聚酯法。
发明概述
在本发明的一个实施方案中，提供了方法，包括：(a)加热向上流过热交换器的初始反应介质，由此提供加热的反应介质；和(b)在水平延伸的分离容器中从该加热的反应介质中分离蒸气，由此提供主要为液态的产物，其中至少一部分蒸气是在该热交换器和/或在该分离容器中进行的化学反应的副产物，其中该分离容器具有大约1.25∶1至大约8∶1的长径(L∶D)比。
在本发明的另一实施方案中，提供了缩聚法，包括：(a)在热交换器中加热初始反应介质，由此提供加热的反应介质；和(b)在水平延伸的分离容器中从该加热的反应介质中分离蒸气，由此提供主要为液态的产物，其中至少一部分蒸气是在该热交换器和/或在该分离容器中进行的缩聚反应的副产物，其中该分离容器具有大约1.25∶1至大约8∶1的长径(L∶D)比。
在本发明的再一实施方案中，提供了酯化法，包括：(a)加热向上流过热交换器的初始反应介质，由此提供加热的反应介质；和(b)在水平延伸的分离容器中从该加热的反应介质中分离蒸气，由此提供主要为液态的产物，其中至少一部分蒸气是在该热交换器和/或在该分离容器中进行的酯化反应的副产物。
在本发明的又一实施方案中，提供了包含直立热交换器和水平延伸的分离容器的反应器系统。该热交换器限定交换器入口和交换器出口。该分离容器限定进料入口、蒸气出口和液体出口。进料入口与交换器出口流体连通且该分离容器具有大约1.25∶1至大约8∶1的长径(L∶D)比。液体出口与进料入口水平间隔至少大约1.25D，且液体出口与进料入口垂直间隔小于大约2D。

附图简述
图1是根据本发明的一个实施方案构造并适用在熔体相聚酯生产设施中的反应器系统的示意图。
详述
图1显示了根据本发明的一个实施方案构造的示例性反应器系统。下面详细描述图1中所示的反应器系统的构造和运行。尽管下列描述的某些部分主要涉及熔体相聚酯生产法中所用的反应器，但根据本发明的实施方案构造的反应器系统可用于多种化学工艺。例如，根据本发明的某些实施方案构造的反应器系统可以有利地用在其中在反应介质的液相中发生化学反应并由该化学反应产生蒸气的任何工艺中。此外，根据本发明的某些实施方案构造的反应器系统可以有利地用在通过提高反应介质的表面积而增强的化学工艺中。
现在参照图1，显示了包含热交换器12和分离容器14的反应器系统10。
热交换器12包含垂直延伸的交换器壳16和位于交换器壳16中的交换器芯18。交换器壳16包含直立管状构件20，一对端盖22、24接合到管状构件20的顶部和底部上。在本发明的某些实施方案中，热交换器12的高宽(H∶W)比可以为大约1.25∶1至大约40∶1，大约1.5∶1至大约15∶1，或2∶1至8∶1，其中H是在交换器壳16的延伸方向中测得的交换器壳16的最大内部尺寸，W是与交换器壳16的延伸方向垂直测得的交换器壳16的最大内部尺寸。在某些实施方案中，H可以为大约5至大约100英尺，大约10至大约75英尺，或20至50英尺，而W可以为大约1至大约50英尺，大约2至大约30英尺，或4至20英尺。
交换器壳16的内体积包括被交换器芯18彼此隔开的下方共用区26和上方共用区28。交换器壳16限定靠近交换器壳16底部的在下端盖24中限定的交换器入口30和靠近交换器壳16顶部的在管状构件20侧面中限定的交换器出口32。交换器入口30与下方共用区26流体连通，而交换器出口32与上方共用区28流体连通。
交换器芯18包含下端34、上端36、多个热交换管38和多个挡板40。下端和上端34、36可以是密封接合(例如焊接)到交换器壳16内壁上的基本平坦的板。热交换管38接合到下端和上端34、36上并它们之间延伸。下端和上端34、36限定多个与管38的开口端对应的开孔，以使流体能够从下方共用区26经由管38向上流到上方共用区28。因此，下方和上方共用区26，28之间仅有的流体流径就是经由管38。
在芯18中在上端和下端34、36之间以及在管38外部划定出壳程区(shell-side zone)42。壳程区42构造成接收热传递介质，其与向上流过管38的流体换热。如图1中所示，交换器壳16具有用于将热传递介质送入壳程区42的热传递介质入口48和用于将热传递介质排出壳程区42的热传递介质出口50。热传递介质被描绘为与反应介质对流流动。本领域技术人员会认识到，或者，交换器壳16能够限定用于将热传递介质送入壳程区42的开口50和用于将热传递介质排出壳程区42的开口48(即热传递介质可以与反应介质并流流动)。挡板40在壳程区42中延伸并可用于使壳程区42中的热传递介质依循弯曲路径流过壳程区42。热交换器12可操作以通过与壳程区42中的热传递介质的间接热交换来加热向上流过交换器芯18的反应介质。所得加热的反应介质经由交换器出口32离开热交换器12，随后引入分离容器14。
分离容器14包含水平延伸的的容器外壳52，其包括细长管状构件54和接合到管状构件54的相对端上的一对端盖56、58。容器外壳52限定进料入口60、液体产物出口62和蒸气出口64。在本发明的某些实施方案中，分离容器14具有小于大约10∶1、大约1.25∶1至大约8∶1、大约1.5∶1至大约6∶1、或2∶1至4.5∶1的长径(L∶D)比，其中L是在容器外壳52的延伸方向中测得的容器外壳52的最大内部尺寸，D是与容器外壳52的延伸方向垂直测得的容器外壳52的最大内部尺寸。在某些实施方案中，L能够为大约10至大约200英尺，大约20至大约150英尺或30至80英尺，而D能够为大约1至大约50英尺，大约2至大约30英尺或4至20英尺。
如图1中所示，热交换器12和分离容器14彼此紧邻放置。因此，交换器出口32和进料入口60之间的距离可以小于大约5D，小于大约2D或小于1D。此外，在图1中所示的实施方案中，热交换器12和分离容器14彼此直接接合(即在交换器出口32和进料入口60之间不用居中的工艺设备接合)。通常，交换器出口32和进料入口60通过传统法兰连接彼此接合，该法兰连接的第一半延伸自交换器壳16的侧壁，该法兰连接的第二半延伸自分离容器壳52的端盖56。
可以设置进料入口60、液体产物出口62和蒸气出口64以增强分离容器14中的蒸气/液体分离。进料入口60与液体和蒸气出口62、64之间的水平距离可以为至少大约1.25D、至少大约1.5D或至少2D。进料入口60和液体出口64之间的垂直距离可以为小于大约2D、大约0.2D至大约1D、大约0.25D至大约0.75D、或0.3D至0.5D。液体产物出口62和蒸气出口64之间的垂直距离可以为至少大约0.5D、至少大约0.75D或大约1D。如图1中所示，分离容器14还可以包含向下延伸的挡板66。挡板66通常可以位于进料入口60和蒸气出口64之间，但更靠近蒸气出口64而非进料入口60。挡板66可以紧邻蒸气出口64从容器外壳52的顶部向下延伸。
尽管交换器壳16和分离容器壳52在图1中显示为具有基本圆柱形构造，但应该指出，这些壳可以具有各种横截面构造(例如正方形、矩形、椭圆形等等)。尽管交换器壳16和管38在图1中显示为沿垂直延伸轴延伸，但应该指出，交换器壳16和管38的延伸轴不需要绝对垂直。例如，交换器壳16和/或管38的延伸轴可以在垂直的大约30度内、在垂直的大约15度内或在垂直的5度内取向。尽管分离容器壳52在图1中显示为沿水平延伸轴延伸，但应该指出，分离容器壳52的延伸轴不需要绝对水平。例如，分离容器壳52的延伸轴可以在水平的大约30度内、在水平的大约15度内或在水平的5度内取向。
如图1中所示，分离容器14可以是基本空的容器。任选地，分离容器14可以配有用于加热分离容器14中的反应介质的内部热交换管、内部热交换盘管、外部夹套和/或外部伴热(heat-tracing)。在本发明的一个实施方案中，添加到分离容器14中的反应介质上的总热的不到大约50％、不到大约25％、不到大约10％、不到大约5％或0％是经由内部热交换管或盘管添加的。
如上所述，反应器系统10能够几乎不或完全不要求在其中加工的反应介质的机械搅动。尽管在反应器系统10中加工的反应介质可能由于流经反应器系统10而略微受到搅动，但这种流动搅动不是机械搅动。在本发明的一个实施方案中，在反应器系统10的热交换器12和/或分离容器14中加工的反应介质的总搅动的不到大约50％、不到大约25％、不到大约10％、不到大约5％或0％由机械搅动提供。因此，根据本发明的某些实施方案构造的反应器系统能够在无任何机械混合装置的情况下运行。这与几乎完全利用机械搅动的传统连续搅拌釜反应器(CSTR)形成直接对照。
现在详细描述反应器系统10的运行。通常，反应器系统10能够用于通过在热交换器12中加热反应介质和随后在分离容器14中从该反应介质中分离蒸气来促进反应介质中的化学反应。下面提供能够在反应器系统中进行的化学反应的具体实例。但是，一般而言，反应器系统10能够用于促进符合下述条件的任何类型的反应：(1)要求热输入，(2)在反应介质的液相中发生反应，(3)由反应介质产生蒸气，和(4)合意的是从反应介质中分离蒸气。
在反应器系统10中进行的方法能够通过将主要为液态的交换器进料经由交换器入口30引入热交换器12中来开始。该交换器进料在热交换器12的下方共用区26中形成初始反应介质68。初始反应介质68随后向上通过芯18的管38。同时，热的热传递介质经壳程区42从热传递介质入口48循环到热传递介质出口50。该热传递介质能够大致向下流过壳程区42(即与反应介质68在管38中的流动方向反向)。在热传递介质流过壳程区42时，其围绕并接触管38的外部，由此加热向上流过管38的初始反应介质68。由此，向上流过管38的初始反应介质68通过与壳程区42中的热传递介质间接热交换而被加热，由此产生加热的反应介质70，其离开芯18顶部并进入热交换器12的上方共用区28。加热的反应介质70随后经由交换器出口32流出热交换器12并经由进料入口60流入分离容器14。
在分离容器14中，从加热的反应介质70中分离蒸气72。可以在热交换器12和/或在分离容器14中形成蒸气72。蒸气72能够包含在反应器系统10中进行的化学反应的副产物和/或在反应器系统10中蒸发的交换器进料的挥发性组分。
如图1中所示，加热的反应介质70可以包含主要为液态的部分74和泡沫部分76。可以在热交换器12和/或在分离容器14中产生泡沫部分76。无论加热的反应介质70是否包含泡沫部分，加热的反应介质70的主要为液态的部分74大致水平地经分离容器14的底部流向液体出口62。在加热的反应介质70的主要为液态的部分74流经分离容器14时，蒸气72大致在加热的反应介质70的上方流向蒸气出口64。
位于蒸气出口64附近的挡板66构造成确保基本没有泡沫或夹带的液体经由蒸气出口64离开分离容器14。此外，分离容器14的长度、经过分离容器14的液体流速、分离容器14的体积、加热的反应介质70的表面积、和加热的反应介质70在分离容器14中的深度有助于确保基本没有泡沫经由液体产物出口62离开分离容器14。通常，反应介质70的主要为液态的部分74在分离容器14中的最大深度能够为小于大约0.75D、小于大约0.6D、小于大约0.5D或小于0.3D。通常，反应介质70的主要为液态的部分74占据分离容器总内体积的小于大约50％、小于大约25％或小于15％。在通过分离容器14后，加热的反应介质70的主要为液态的部分74作为主要为液态的产物经由液体产物出口62离开分离容器14，且蒸气72经由蒸气出口64离开分离容器14。
如上所述，根据本发明的实施方案反应器构造的反应器系统可用在各种化学工艺中。在一个实施方案中，根据本发明构造的反应器系统用在能由各种原材料生产各种聚酯的任何中的熔体相聚酯生产设施中。可以根据本发明的实施方案制造的熔体相聚酯的实例包括但不限于，聚对苯二甲酸乙二酯(PET)，这包括PET的均聚物和共聚物；全芳族或液晶聚酯；可生物降解的聚酯，如包含丁二醇、对苯二甲酸和己二酸残基的那些；聚(对苯二甲酸环己烷二甲酯)均聚物和共聚物；以及1，4-环己烷-二甲醇(CHDM)和环己二羧酸或环己二羧酸二甲酯的均聚物和共聚物。当制造PET共聚物时，这类共聚物能够包含至少90、至少91、至少92、至少93、至少94、至少95、至少96、至少97、至少98摩尔％的对苯二甲酸乙二酯重复单元和最多10、最多9、最多8、最多7、最多6、最多5、最多4、最多3或最多2摩尔％的外加共聚单体重复单元。通常，该共聚单体重复单元可以衍生自选自间苯二甲酸、2，6-萘-二羧酸、CHDM和二乙二醇的一种或多种共聚单体。
通常，根据本发明的某些实施方案的聚酯生产法可以能够两个主要阶段——酯化阶段和缩聚阶段。在酯化阶段中，对能够包含至少一种醇和至少一种酸的聚酯原材料施以酯化，由此产生聚酯单体和/或低聚物。在缩聚阶段中，使来自酯化阶段的聚酯单体和/或低聚物反应成最终聚酯产物。如本文关于PET所用的，单体的链长小于3，低聚物的链长为大约7至大约50(链长为4至6个单元的组分可以被视为单体或低聚物)，聚合物的链长大于大约50。二聚物，例如，EG-TA-EG-TA-EG的链长为2，三聚物为3，诸如此类。
酯化阶段中所用的酸原材料可以是二羧酸，以使最终聚酯产物包含至少一个具有大约4至大约15个或8至12个碳原子的二羧酸残基。适用在本发明中的二羧酸的实例可以包括，但不限于，对苯二甲酸、邻苯二甲酸、间苯二甲酸、萘-2，6-二羧酸、环己二羧酸、环己二乙酸、二苯基-4，4′-二羧酸、二苯基-3，4′-二羧酸、2，2，-二甲基-1，3-丙二醇、二羧酸、丁二酸、戊二酸、己二酸、壬二酸、癸二酸及其混合物。在一个实施方案中，该酸原材料可以是相应的酯，如对苯二甲酸二甲酯而非对苯二甲酸。
酯化阶段中所用的醇原材料可以是二醇，以使最终聚酯产物可包含至少一个二醇残基，例如源自具有大约3至大约25个碳原子或6至20个碳原子的脂环族二醇的那些。合适的二醇可以包括，但不限于，乙二醇(EG)、二乙二醇、三乙二醇、1，4-环己烷-二甲醇、丙-1，3-二醇、丁-1，4-二醇、戊-1，5-二醇、己-1，6-二醇、新戊二醇、3-甲基戊二醇-(2，4)、2-甲基戊二醇-(1，4)、2，2，4-三甲基戊二醇-(1，3)、2-乙基己二醇-(1，3)、2，2-二乙基丙二醇-(1，3)、己二醇-(1，3)、1，4-二-(羟乙氧基)-苯、2，2-双-(4-羟基环己基)-丙烷、2，4-二羟基-1，1，3，3-四甲基-环丁烷、2，2，4，4四甲基-环丁二醇、2，2-双-(3-羟乙氧基苯基)-丙烷、2，2-双-(4-羟基丙氧基苯基)-丙烷、异山梨醇、氢醌、BDS-(2，2-(磺酰基双)4，1-亚苯氧基))双(乙醇)及其混合物。
此外，原材料可以包含一种或多种共聚单体。合适的共聚单体可以包括，例如，包含对苯二甲酸、对苯二甲酸二甲酯、间苯二甲酸、间苯二甲酸二甲酯、二甲基-2，6-萘二羧酸酯、2，6-萘-二羧酸、乙二醇、二乙二醇、1，4-环己烷-二甲醇(CHDM)、1，4-丁二醇、聚丁二醇、反式-DMCD、偏苯三酸酐、环己-1，4二羧酸二甲酯、十氢化萘-2，6二羧酸二甲酯、十氢化萘二甲醇、十氢化萘2，6-二羧酸酯、2，6-二羟基甲基-十氢化萘、氢醌、羟基苯甲酸及其混合物的共聚单体。
熔体相聚酯生产法的酯化阶段和缩聚阶段都可以包括多个步骤。例如，酯化阶段可以包括用于制造部分酯化产物的初始酯化步骤，该产物随后在二次酯化步骤中进一步酯化。缩聚阶段也可以包括用于制造部分缩合产物的预聚步骤，该产物随后经过后缩聚步骤(a finishing step)，由此产生最终聚合物产物。
根据本发明的某些实施方案构造的反应器系统可以作为用于实施二次酯化步骤的二次酯化反应器系统、作为用于实施预聚步骤的预聚反应器系统和/或作为用于实施后缩聚步骤的后缩聚反应器系统用在熔体相聚酯生产系统中。在一个实施方案中，可以在根据本发明构造的单一反应器系统中合并和实施二次酯化步骤、预聚步骤和后缩聚步骤中的两个或更多个。下面参照图1给出用作酯化反应器系统、预聚反应器系统和/或后缩聚反应器系统的本发明的工艺条件的详述。要理解的是，下述工艺条件不限于图1中所述的实施方案。
再参照图1，当反应器系统10用作熔体相聚酯生产法(例如PET制造法)中的二次酯化反应器系统时，可以在反应器系统10中进行多于一个化学反应。例如，尽管酯化可能是在反应器系统10中进行的主要化学反应，也可能在反应器系统10中发生一定量的缩聚。当反应器系统10用作二次酯化反应器时，引入热交换器12的交换器入口30的进料可以具有大约70至大约95％、大约75至大约90％或80至88％的平均转化率，而从分离容器14的液体产物出口62提取的主要为液态的产物可以具有至少大约80％、至少大约90％、至少大约95％或至少98％的平均转化率。通常，在反应器系统10中进行的酯化反应将在反应器系统10中加工的反应介质的平均转化率在交换器入口30和液体产物出口62之间提高至少大约2个百分点，至少大约5个百分点或至少10个百分点。此外，引入热交换器12的交换器入口30的进料的平均链长可以小于大约5、小于大约2或小于1，而从分离容器14的液体产物出口62提取的主要为液态的产物的平均链长可以为大约1至大约20，大约2至大约15，或5至12。通常，在反应器系统10中加工的反应介质的平均链长可以在交换器入口30和液体产物出口62之间提高大约1至大约20，大约2至大约15，或5至12。
当反应器系统10用作熔体相聚酯生产法中的二次酯化反应器系统时，交换器进料可以在大约160至大约330℃、大约195至大约285℃或240至270℃的温度下进入交换器入口30，而离开交换器出口32的加热的反应介质70可以具有大约180至大约350℃、大约215至大约305℃或260至290℃的温度。因此，热交换器12可用于将初始反应介质68的温度提高至少大约5℃、大约10至大约50℃、或15至40℃。热交换器12提供的加热量可以为大约100至大约5,000BTU/磅反应介质(BTU/lb)、大约400至大约2,000BTU/lb、或600至1,500BTU/lb。
当反应器系统10用作二次酯化反应器时，加热的反应介质70可以在大约180至大约350℃、大约215至大约305℃、或260至290℃的温度下经由入口60进入分离容器14。离开液体产物出口62的主要为液态的产物可以具有在进入入口60的加热的反应介质70的温度的大约50℃、25℃或10℃内的温度。在一个实施方案中，离开液体产物出口62的液体产物的温度可以为大约180至大约350℃、大约215至大约305℃、或260至290℃。加热的反应介质70在分离容器14中的平均温度可以保持在大约180至大约350℃、大约215至大约305℃、或260至290℃。反应介质70的平均温度是沿反应介质70经分离容器14的主流径以等间距进行的至少三处温度测量的平均值，其中温度测量各自在反应介质70的主要为液态的部分74的横截面质心附近进行(而非在反应器壁附近或主要为液态的部分的上表面附近)。当反应器系统10用作二次酯化反应器时，热交换器12和分离容器14中的蒸气空间压力(分别在出口32和64处测量)都可以保持小于大约70psig、在大约-4至大约10psig的范围内或在2至5psig的范围内。
再参照图1，当反应器系统10用作熔体相聚酯生产法(例如PET制造法)中的预聚反应器系统时，可以在反应器系统10中进行多于一个化学反应。例如，尽管缩聚可能是在反应器系统10中进行的主要化学反应，也可能在反应器系统10中发生一定量的酯化。当反应器系统10用作预聚反应器时，引入热交换器12的交换器入口30的进料的平均链长可以为大约1至大约20，大约2至大约15，或5至12，而从分离容器14的液体产物出口62提取的主要为液态的产物的平均链长可以为大约5至大约50，大约8至大约40，或10至30。通常，在反应器系统10中加工的反应介质的平均链长可以在交换器入口30和液体产物出口62之间提高至少大约2，大约5至大约30，或8至20。
当反应器系统10用作熔体相聚酯生产法中的预聚反应器系统时，交换器进料可以在大约200至大约330℃，大约245至大约285℃或250至270℃的温度下进入交换器入口30，而离开交换器出口32的加热的反应介质70可以具有大约220至大约350℃，大约265至大约305℃或270至290℃的温度。因此，热交换器12可用于将初始反应介质68的温度提高至少大约5℃，大约10至大约50℃或15至40℃。热交换器12提供的加热量可以为大约100至大约5,000BTU/磅反应介质(BTU/lb)，大约400至大约2,000BTU/lb或600至1,500BTU/lb。
当反应器系统10用作预聚反应器时，加热的反应介质70可以在大约220至大约350℃，大约265至大约305℃或270至290℃的温度下经由入口60进入分离容器14。离开液体产物出口62的主要为液态的产物可以具有在进入入口60的加热的反应介质70的温度的大约50℃、25℃或10℃内的温度。在一个实施方案中，离开液体产物出口62的液体产物的温度为大约220至大约350℃，大约265至大约305℃，或270至290℃。加热的反应介质70在分离容器14中的平均温度可以保持在大约220至大约350℃，大约265至大约305℃，或270至290℃。热交换器12和分离容器14两者中的蒸气空间压力都可以保持在大约0至大约300torr的范围内，在大约1至大约50torr的范围内或在20至30torr的范围内。
再参照图1，当反应器系统10用作熔体相聚酯生产法(例如PET制造法)中后缩聚反应器系统时，引入热交换器12的交换器入口30的进料的平均链长可以为大约5至大约50，大约8至大约40，或10至30，而从分离容器14的液体产物出口62提取的主要为液态的产物的平均链长可以为大约30至大约210，大约40至大约80，或50至70。通常，在反应器系统10中加工的反应介质的平均链长可以在交换器入口30和液体产物出口62之间提高至少大约10，至少大约25，或至少50。
当反应器系统10用作熔体相聚酯生产法中的后缩聚反应器系统时，交换器进料可以在大约200至大约330℃，大约245至大约285℃或250至270℃的温度下进入交换器入口30，而离开交换器出口32的加热的反应介质70可以具有大约220至大约350℃，大约265至大约305℃或270至290℃的温度。因此，热交换器12可用于将初始反应介质68的温度提高至少大约5℃，大约10至大约50℃或15至40℃。热交换器12提供的加热量可以为大约100至大约5,000BTU/磅反应介质(BTU/lb)，大约400至大约2,000BTU/lb或600至1,500BTU/lb。
当反应器系统10用作后缩聚反应器时，加热的反应介质70可以在大约220至大约350℃，大约265至大约305℃或270至290℃的温度下经由入口60进入分离容器14。离开液体产物出口62的主要为液态的产物可以具有在进入入口60的加热的反应介质70的温度的大约50℃、25℃或10℃内的温度。在一个实施方案中，离开液体产物出口62的液体产物的温度为大约220至大约350℃，大约265至大约305℃，或270至290℃。加热的反应介质70在分离容器14中的平均温度可以保持在大约220至大约350℃，大约265至大约305℃，或270至290℃。热交换器12和分离容器14两者中的蒸气空间压力都可以保持在大约0至大约30torr的范围内，在大约1至大约20torr的范围内或在2至10torr的范围内。
根据本发明的实施方案构造的反应器系统在用作聚酯生产法的酯化和/或缩聚阶段中的反应器时可以提供许多优点。当用作PET制造法中的二次酯化或预聚反应器时，这类反应器系统能够特别有利。此外，这类反应器系统非常适用于能以至少大约10,000磅/小时、至少大约100,000磅/小时、至少大约250,000磅/小时或至少500,000磅/小时的速率生产PET的商业规模PET生产设施。
在本发明的一个实施方案中，提供了方法，包括：(a)加热向上流过热交换器的初始反应介质，由此提供加热的反应介质；和(b)在水平延伸的分离容器中从该加热的反应介质中分离蒸气，由此提供主要为液态的产物，其中至少一部分蒸气是在该热交换器和/或在该分离容器中进行的化学反应的副产物，其中该分离容器具有大约1.25∶1至大约8∶1的长径(L∶D)比。对图1中所示的实施方案的反应介质、热交换器和分离容器所述的特征适用于此实施方案。
在该方法的一个实例中，该分离容器直接接合到热交换器上。另外，该分离容器可以与热交换器间隔小于大约5D、小于大约2D或小于1D。
在该方法的一个实例中，分离容器包含基本水平管和接合到该管的相对端上的一对端盖。另外，该分离容器可以具有小于大约10∶1，大约1.25∶1至大约8∶1，大约1.5∶1至大约6∶1或2∶1至4.5∶1的L∶D比。
在该方法的一个实例中，该加热的反应介质在该热交换器和/或在该分离容器中形成泡沫。形成泡沫的该加热的反应介质可以包含泡沫部分和主要为液态的部分，其中基本没有泡沫部分离开该分离容器。
在该方法的一个实例中，该化学反应包含酯化和/或缩聚。上文给出的用作第二阶段酯化、预聚和/或后缩聚反应器的图1反应器10的详述适用于本发明的此实例。具体而言，进料特征(例如转化率和/或链长)、温度、压力、转化率提高、平均链长提高、产物特征和任何热输入都适用于本发明的此实例。
在本方法的一个实例中，从反应器的产物出口移出产物，其中该反应介质在该反应器中形成产物。另外，当化学反应包含缩聚时，该产物可以是缩聚产物。该产物或缩聚产物的It.V.可以为大约0.3至大约1.2，大约0.35至大约0.6，或0.4至0.5dL/g。在一个实例中，该产物或缩聚产物的It.V.为大约0.1至大约0.5，大约0.1至大约0.4，或0.15至0.35dL/g。在一个实例中，将进料引入反应器的进料入口以形成反应介质，且该进料的It.V.为大约0.1至大约0.5，大约0.1至大约0.4，或0.15至0.35dL/g。
特性粘度(intrinsic viscosity)(It.V.)值以dL/g为单位表示，由在25℃在60重量％苯酚和40重量％1，1，2，2-四氯乙烷中测得的比浓对数粘度(inherent viscosity)计算。可以将聚合物样品以0.25克/50毫升的浓度溶解在所述溶剂中。可以例如使用Rheotek Glass Capillary粘度计测定聚合物溶液的粘度。这种粘度计的操作原理的描述可见于ASTM D4603。由测得的溶液粘度计算比浓对数粘度。下列公式描述了这种溶液粘度测量和随后计算出Ih.V.，并由Ih.V计算出It.V：
η_inh＝[ln(t_s/t_o)]/C
其中η_inh＝在0.5克/100毫升60重量％苯酚和40重量％1，1，2，2-四氯乙烷的聚合物浓度下在25℃的比浓对数粘度
ln＝自然对数
t_s＝样品流过毛细管的时间
t_o＝溶剂空白样流过毛细管的时间
C＝以克/100毫升溶剂(0.50％)表示的聚合物浓度
特性粘度是在聚合物的比粘度的无限稀释下的极限值。其通过下列公式指定：
η_int＝lim(η_sp/C)＝lim(ln ηr)/C
         C→0           C→0
其中η_int＝特性粘度
η_r＝相对粘度＝t_s/t_o
η_sp＝比粘度＝η_r-1
可以使用Billmeyer公式如下估算特性粘度(It.V.或η_int)：
η_int＝0.5[e^0.5xIh.V.-1]+(0.75x Ih.V.)
用于估算特性粘度(Billmeyer关系式)的参考文献是J.Polymer Sci.，4，第83-86页(1949)。
也可以使用Viscotek Modified Differential Viscometer(压差粘度计的操作原理的描述可见于ASTM D 5225)或本领域技术人员已知的其它方法测定聚合物溶液的粘度。
在本发明的另一实施方案中，提供了缩聚法，包括：(a)在热交换器中加热初始反应介质，由此提供加热的反应介质；和(b)在水平延伸的分离容器中从该加热的反应介质中分离蒸气，由此提供主要为液态的产物，其中至少一部分蒸气是在该热交换器和/或在分离容器中进行的缩聚反应的副产物，其中该分离容器具有小于大约10∶1、大约1.25∶1至大约8∶1、大约1.5∶1至大约6∶1或2∶1至4.5∶1的长径(L∶D)比。对图1中所示的实施方案的反应介质、热交换器和分离容器所述的特征适用于此实施方案。
在该缩聚法的一个实例中，引入热交换器的初始反应介质的平均链长为大约1至大约20，大约2至大约15或5至12，其中主要为液态的产物的平均链长比引入热交换器的初始反应介质的平均链长大至少大约2，大约5至大约30，或8至20。
在该缩聚法的一个实例中，离开热交换器的该加热的反应介质的温度为大约220至大约350℃，大约265至大约305℃，或270至290℃，且分离容器中的蒸气空间压力保持在大约0至大约300torr，大约1至大约50torr或20至30torr的范围内。
在该缩聚法的一个实例中，该主要为液态的产物包含至少部分由缩聚反应形成的聚对苯二甲酸乙二酯。
在该缩聚法的一个实例中，该分离容器直接接合到该热交换器上并与该热交换器间隔小于5D、小于2D或小于1D。
在该缩聚法的一个实例中，初始反应介质在加热过程中向上流过该热交换器的多个基本垂直的管。
在该缩聚法的一个实例中，该分离容器包含基本水平管和接合到该管的相对端上的一对端盖。
在该缩聚法的一个实例中，该分离容器限定用于接收至少一部分该加热的反应介质的进料入口、用于排出至少一部分蒸气的蒸气出口和用于排出至少一部分主要为液态的产物的液体出口，其中液体出口和蒸气出口各自与进料入口水平间隔至少大约1.25D、至少大约1.5D或至少2D。
在该缩聚法的一个实例中，该加热的反应介质包含主要为液态的部分，其中该主要为液态的部分在该分离容器中的最大深度小于大约0.75D，小于大约0.6D，小于大约0.5D或小于0.3D。
在该缩聚法的一个实例中，缩聚进料的It.V.为大约0.1至大约0.5，大约0.1至大约0.4，或大约0.15至大约0.35dL/g。在一个实例中，缩聚产物的It.V.为大约0.3至大约1.2，大约0.35至大约0.6，或0.4至0.5dL/g。
在本发明的另一实施方案中，提供了酯化法，包括：(a)加热向上流过热交换器的初始反应介质，由此提供加热的反应介质；和(b)在水平延伸的分离容器中从该加热的反应介质中分离蒸气，由此提供主要为液态的产物，其中至少一部分蒸气是在该热交换器和/或在该分离容器中进行的酯化反应的副产物。对图1中所示的实施方案的反应介质、热交换器和分离容器所述的特征适用于此实施方案。
在该酯化法的一个实例中，引入热交换器的初始反应介质的平均转化率为大约70％至大约95％，大约75％至大约90％或80％至88％，其中该主要为液态的产物的平均转化率比引入热交换器的初始反应介质的转化率高至少大约2％，至少大约5％或至少10％。
在该酯化法的一个实例中，主要为液态的产物的平均链长为大约1至大约20，大约2至大约15，或5至12。
在该酯化法的一个实例中，离开热交换器的该加热的反应介质的温度为大约180至大约350℃，大约215至大约305℃，或260至290℃，且分离容器中的蒸气空间压力保持小于大约70psig，大约-4至大约10psig或2至5psig。
在该酯化法的一个实例中，该主要为液态的产物包含聚对苯二甲酸乙二酯低聚物。
在该酯化法的一个实例中，该热交换器包含多个基本垂直的管，初始反应介质在加热过程中流过这些管。
在该酯化法的一个实例中，该分离容器包含基本水平管和接合到该管的相对端上的一对端盖。
在该酯化法的一个实例中，该分离容器具有小于大约10∶1、大约1.25∶1至大约8∶1、大约1.5∶1至大约6∶1或2∶1至4.5∶1的长径(L∶D)比。另外，该分离容器可以直接接合到该热交换器上，其中该分离容器与该热交换器间隔小于5D、小于2D或小于1D。此外，该分离容器可以限定用于接收至少一部分该加热的反应介质的进料入口、用于排出至少一部分蒸气的蒸气出口、和用于排出至少一部分主要为液态的产物的液体出口，其中液体出口与进料入口水平间隔至少大约1.25D、至少大约1.5D或至少2D，且蒸气出口与进料入口水平间隔至少大约1.25D、至少大约1.5D或至少2D。
在该酯化法的一个实例中，该分离容器具有小于大约10∶1、大约1.25∶1至大约8∶1、大约1.5∶1至大约6∶1或2∶1至4.5∶1的长径(L∶D)比。另外，该分离容器可以直接接合到该热交换器上，其中该分离容器与该热交换器间隔小于5D、小于2D或小于1D。此外，该加热的反应介质可以包含主要为液态的部分，其中该主要为液态的部分在该分离容器中的最大深度小于大约0.75D、小于大约0.6D、小于大约0.5D或小于0.3D。
在本发明的再一实施方案中，提供了包含直立热交换器和水平延伸的分离容器的反应器系统。该热交换器限定交换器入口和交换器出口。该分离容器限定进料入口、蒸气出口和液体出口。进料入口与交换器出口流体连通且该分离容器具有小于大约10∶1、大约1.25∶1至大约8∶1、大约1.5∶1至大约6∶1、或2∶1至4.5∶1的长径(L∶D)比。液体出口与进料入口水平间隔至少大约1.25D、至少大约1.5D或至少2D，且液体出口与进料入口垂直间隔小于大约2D、大约0.2D至大约1D、大约0.25D至大约0.75D、或0.3D至0.5D。对图1中所示的实施方案的反应介质、热交换器和分离容器所述的特征适用于此实施方案。
在该反应器系统的一个实例中，该分离容器直接接合到该热交换器上，且进料入口与液体出口间隔小于5D、小于2D或小于1D。
在该反应器系统的一个实例中，交换器出口处于比交换器入口高的高度。
在该反应器系统的一个实例中，该热交换器包含多个基本垂直的管，其中该热交换器可操作以用于加热向上流过这些管的流体。
在该反应器系统的一个实例中，液体出口在进料入口下方垂直间隔小于大约2D、大约0.2D至大约1D、大约0.25D至大约0.75D、或0.3D至0.5D。
在该反应器系统的一个实例中，该分离容器包含基本直的、基本水平的管和接合到该管的相对端上的一对端盖。另外，端盖之一可限定进料入口。
在该反应器系统的一个实例中，该分离容器包含基本直的、基本水平的管和接合到该管的相对端上的一对端盖，且液体出口位于该管底部附近，其中蒸气出口位于该管顶部附近。
在该反应器系统的一个实例中，该分离容器包含大致位于进料入口和蒸气出口之间的向下延伸的挡板，其中该挡板更靠近蒸气出口而非进料入口。
在该反应器系统的一个实例中，该L∶D比小于大约10∶1、为大约1.25∶1至大约8∶1、大约1.5∶1至大约6∶1、或2∶1至4.5∶1。
在该反应器系统的一个实例中，该反应器系统不含任何机械混合装置。
在该反应器系统的一个实例中，该分离容器不含任何内部热交换管。
数值范围
本说明书使用数值范围来量化与本发明相关的某些参数。应该理解的是，当提供数值范围时，这类范围被视为对仅仅记载该范围的下限值的权利要求限制以及仅记载该范围的上限值的权利要求限制提供字面支持。例如，所公开的10至100的数值范围为“大于10”(无上限)的权利要求和“小于100”(无下限)的权利要求提供字面支持。
定义
本文所用的术语“某(a)”、“某个(an)”、“该”和“所述”是指一个或更多个。
本文所用的术语“搅动”是指耗散到反应介质中以造成流体流动和/或混合的功。
本文所用的术语“和/或”当在两个或更多个事项的列表中使用时，是指任一所列事项可以独自使用或可以使用两个或更多个所列事项的任何组合。例如，如果组合物被描述成含有组分A、B和/或C，该组合物可以仅含A；仅含B；仅含C；含A和B；含A和C；含B和C；或含A、B和C。
本文所用的术语“平均链长”是指该聚合物中重复单元的平均数。对聚酯而言，平均链长是指重复酸和醇单元的数量。平均链长与数均聚合度(DP)同义。可以通过本领域技术人员已知的各种方式测定平均链长。例如，1H-NMR可用于基于端基分析直接测定链长，光散射可用于测量重均分子量，其具有用于测定链长的相关性。通常基于与凝胶渗透色谱(GPC)测量和/或粘度测量的相关性计算链长。
本文所用的术语“包含”是用于从该术语前记载的对象过渡到该术语后记载的一个或多个要素的开放性过渡术语，其中该过渡术语后列举的该一个或多个要素并不必然是构成该对象的仅有要素。
本文所用的术语“含有”具有下面提供的与“包含”相同的开放含义。
本文所用的术语“转化率”用于描述经过酯化的物流的液相的性质，其中该酯化物流的转化率是指原始酸端基中已转化(即酯化)成酯基团的百分比。转化率可以量化为转化的端基(即醇端基)数除以端基总数(即醇+酸端基)，以百分比表示。
本文所用的术语“直接接合”是指两个器具不借助直径明显窄于这两个器具的中间连接器而彼此流体连通地接合的方式。
本文所用的术语“酯化”既指酯化反应又指酯交换反应。
本文所用的术语“具有”具有与上文提供的“包含”相同的开放含义。
本文所用的术语“水平延伸的”是指最大水平尺寸大于最大垂直尺寸。
本文所用的术语“包括”具有与上文提供的“包含”相同的开放含义。
本文所用的术语“机械搅动”是指由靠着反应介质或在反应介质内的刚性或挠性元件的物理运动引起的反应介质的搅动。
本文所用的术语“开放流动面积”是指可供流体流动的开放面积，其中沿与流过开孔的方向垂直的平面测量该开放面积。
本文所用的术语“管”是指具有大致圆柱形侧壁的基本直的细长管状构件。
本文所用的术语“聚对苯二甲酸乙二酯”和“PET”包括PET均聚物和PET共聚物。
本文所用的术语“聚对苯二甲酸乙二酯共聚物”和“PET共聚物”是指已经用一种或多种外加共聚单体改性最多10摩尔％的PET。例如，术语“聚对苯二甲酸乙二酯共聚物”和“PET共聚物”包括以100摩尔％羧酸为基础，用最多10摩尔％间苯二甲酸改性的PET。在另一实例中，术语“聚对苯二甲酸乙二酯共聚物”和“PET共聚物”包括以100摩尔％二醇为基础，用最多10摩尔％1，4-环己烷二甲醇(CHDM)改性的PET。
本文所用的术语“聚酯”不仅是指传统聚酯，还包括聚酯衍生物，例如聚醚酯、聚酯酰胺和聚醚酯酰胺。
本文所用的“主要为液态的”是指多于50体积％液体的。
本文所用的术语“反应介质”是指经受化学反应的任何介质。
本文所用的术语“残基”是指如下部分：其是化学物类在特定反应方案或随后的配方或化学产品中的所得产物，无论该部分是否实际由这些化学物类获得。
本文所用的术语“直立”是指在垂直的45度内的角度。
本文所用的术语“蒸气副产物”包括由所需化学反应产生的蒸气(即蒸气共同产物)和由反应介质的其它反应(即副反应)产生的任何蒸气。
本文所用的术语“垂直延伸的”是指最大垂直尺寸大于最大水平尺寸。
权利要求不受公开实施方案的限制
上述本发明的示例性实施方案仅用作举例说明，不应限制性地用于解释所要求保护的发明的范围。本领域技术人员可以容易地对上述示例性实施方案作出各种修改而在不脱离如下列权利要求书阐述的本发明的范围。